12级化学工程与工艺专业 化工原理课程设计说明书
沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。
具有如下特点：
(1)通过精馏分离可以直接获得所需要的产品，而其它一些分离方法，如吸收、萃取等，由于有外加的溶剂，需进一步使所提取的组分与外加组分再行分离，因而精馏操作流程通常较为简单。
(2)精馏分离的适用范围广，它不仅可以分离液体混合物，而且可用于气态或固态混合物的分离。例如，可将空气加压液化，再用精馏方法获得氧、氮等产品；再如，脂肪酸的混合物，可用加热使其熔化，并在减压下建立汽液两相系统，用精馏方法进行分离。
(3)精馏过程适用于各种浓度混合物的分离，而像吸收、萃取、结晶、膜分离等操作，只有当被提取组分浓度较低时才比较经济。
(4)精馏操作是通过对混合液加热建立汽液两相体系的，所得到的汽相还需要再冷凝液化。因此，精馏操作耗能较大。
(5)精馏技术经过多年的发展及广泛的使用，目前已具有相当成熟的工程设计经验与一定的基础理论研究，并发展出了以精馏为基础的许多新型复合传质分离技术。
(6)精馏过程操作简单，易于工程化。即可连续操作，也可间歇操作，可应用于各种批量的操作中。
第二章 工艺流程设计及设备论证
2.1 工艺流程叙述及论证
本设计任务为分离丙酮-水混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应该使用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点56.2°C），塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2.2工艺参数的选择论证
1. 原料液处理量： 30000吨/年
2. 原料液含苯： 40％ （质量分率）
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3. 塔釜馏出液中含丙酮≤2％ （质量分率） 4. 塔顶馏出液中含丙酮≥97％（质量分率） 5.操作压力： 4Kpa（塔顶表压） 6.进料热状况： 泡点进料 7.回流比： 2 8.单板压降： 0.7Kpa
9.建厂地址： 衢州地区 以上参数均符合工艺条件
2.3设备论证
塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为逐板接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。同时也有投资费用较高，填料易堵塞等缺点。
本设计目的是分离丙酮-水混合液，采用筛板式精馏塔。
塔型的选择因素很多。主要有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。
1、与物性有关的因素
（1）本设计任务为分离丙酮-水混合物，对于二元混合物的分离，应该使用连续精馏。
（2）易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，应选填料塔。
（3）对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔。 本设计为 丙酮和水，可选用板式塔。 2、与操作条件有关的因素
（1）对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔为适宜；
（2）对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离效率明显下降，故宜选用板式塔。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。
第三章 物料衡算
3.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
M丙酮?58.08kg/kmol M水?18.02kg/kmol
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将物料组成转换成摩尔分率：
XF?0.35/58.080.35/58.08?0.65/18.02?0.1431
XD?0.97/58.080.97/58.08?0.03/18.02?0.9093 XW?0.02/58.080.02/58.08?0.98/18.02?0.00629
3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF?0.1431*58.08?(1?0.1431)*18.02?23.735g/mol MD?0.9093*58.08?(1?0.9093)*18.02?54.445g/mol MW?0.00629*58.08?(1?0.00629)*18.02?18.272g/mol 3.3 物料衡算
80000 F?300*100024*23.735?468.13kmol/h ??F?D?W?F?XF?D?X
D?W?XW ???468.13?D?W.13*0.1413?D*0.9093?W*0.00629
?468 ???W?397.2kmol/h?D?70.93kmol/h
第四章 能量衡算
4.1 冷凝器的热负荷和冷却水的流量
GV3600?141.86?54.4451?VM3600?2.15Kg/s [1] r1=?xiri?400*0.97?0.03*2429?460.87kj/kg
Q?G1r?2.15?460.87?991kw WQ991000*c?
c(t?t?3600?53090kg/hpc21)4200*(36?20)
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4.2 再沸器的热负荷和饱和水蒸气的流量
L'M'L539?18.272??2.74Kg/s [1] G1?36003600塔釜温度为tw=95℃ r?2270kj/kg Q?Gr?6210kw
Wh?Qr?62100002270?2736kg/h
4.3 预热器的热负荷和饱和水蒸气的流量
GFMV1?3600?468.13?23.7353600?3.1Kg/s [1] Q?G1CPC?t?3.1*3.29*(65?20)?459kw Q
Wh?r?4590002270?202.2kg/h
4.4 塔顶产品冷却器
Q?Whcph(T1?T2)?2.15*2700(57.3?30)?216526.5w
Wc?Q?216256.5*3600?18560kg/ c(tt20)hpc2?1)4200*(30?
第五章 设备设计计算与选型
5.1 塔板数的确定
5.1.1 理论板层数NT的求取
理论塔板数计算 （1）q线方程
XF?0.1431 q?1
q线方程为：X?0.1431
???Xq?0.1431??Yq?0.775 （2)求最小回流比Rmin和R
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因为丙酮-水物系的曲线是不正常的平衡曲线，所以最小回流比的求法是由点 ，向平衡线做切线，再由切线的斜率或截距求Rmin，见图1，图2
b?R?XD?0.725(R?1)XD
作图可知b?0.725
Rmin?0.302由吉利兰图作出N和R的关系图3
最终确定R=1
（3）精馏段和提馏段的气液流量 D=70.93kmol/h R=1
?L?RD?70.93kmol/h 精馏段??V?(R?1)D?141.86kmol/h‘??L?L?qF?539.06kmol/h提馏段?’
?V?V?（q-1）?141.8kmol/h?（4）精馏段操作线方程 RXYn?1?Xn?D?0.5Xn?0.45465
R?1R?1（5）精馏段操作线方程
WXWL'Ym?1?'Xm??3.8Xm?0.0176 'VV (6)作图法确定理论板数
由图4得精馏段3块板，进料板为第4块，提馏段3块板，总共6块板（包 括再沸器）。
5.1.2 实际板层数的计算
（1）全塔温度的计算
通过“t-x-y”数据进行插值计算得
泡点进料：xF＝0.1431 进料板温度tF?65℃
塔顶温度：tD?57.3℃ 塔底温度：tW?95℃
精馏段平均温度tm=(65+57.3)/2=61.15℃ 提馏段平均温度tm=(95+65)/2=80℃
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